【正文】 關(guān)鍵詞： 苯 甲苯 浮閥板式精餾塔 再沸器 泵 塔頂 塔頂冷凝器 塔釜 泡點(diǎn)進(jìn)料 塔板 換熱器 二元均相混合物 塔頂組成 塔底組成 全塔物料衡算 精餾段 提餾段 密度 內(nèi)差法 粘度 表面張力 相對(duì)揮發(fā)度 回流比 精餾塔的氣 液相負(fù)荷 理論塔板數(shù) 堰長(zhǎng) 單溢流 弓形降液管 堰高 降液管底隙高度 浮閥的數(shù)目與排列 干板阻力 液泛 霧沫夾帶 氣相負(fù)荷上限 氣相負(fù)荷下限 進(jìn)料管 回流管 釜液出料管 塔釜進(jìn)氣管 再沸器接管筒體 封頭 裙座 原料預(yù)熱器 塔頂冷凝器 。用加熱蒸汽壓力 270 kPa 加熱，用 20℃循水作冷凝劑。 塔的附屬設(shè)備中，所有管線均采用無(wú)縫鋼管。實(shí)際加料位置在第 14 塊板 (從上往下數(shù) )，操作彈性為 。塔頂使用全凝器，部分回流。采用浮閥精餾塔，塔高 米，塔徑 米，按逐板計(jì)算理論板數(shù)為 15。 化工生產(chǎn)常需進(jìn)行二元液相混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝達(dá)到輕重組分分離目的的方法。一般多采用重閥，因其操作穩(wěn)定性好。 浮閥有盤式、條式等多種，國(guó)內(nèi)多用盤式浮閥，此型又分為 F－ 1 型（ V－ 1型）、 V－ 4 型、十字架型、和 A 型，其中 F－ 1 型浮閥結(jié)構(gòu)較簡(jiǎn)單、節(jié)省材料，制造方便，性能良好，故在化工及煉油生產(chǎn)中普遍應(yīng)用，已 列入部頒標(biāo)準(zhǔn)（ JB－ 1118－ 81）。其主要特點(diǎn)是在塔板的開孔上裝有可浮動(dòng)的浮閥，氣流從浮閥周邊以穩(wěn)定的速度水平地進(jìn)入塔板上液層進(jìn)行兩相接觸。工業(yè)應(yīng)用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。此外，還要求不易堵塞、耐腐蝕等。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)目的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過(guò)板上液層進(jìn)行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬逐級(jí)接觸逆流操作過(guò)程。 塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備?！?) △ 1 1 3 5 2 0 1 1 5t ? ? ? ℃ △ 2 13 5 92 .3 9 42 .6 1t ? ? ?℃ 1212 ttt tt? ? ?? ? ? ???℃ 所以 ? ? ? ?21 1 6 2 5 8 3 .9 8 9 9 2 .3 9 2 0 4 6 9 4 7 2 0 .4 /PQ W C t t k J h? ? ? ? ? ? 傳熱系數(shù) K取 1400W/（ m2℃ ) ， =PC甲 苯 (kg本預(yù)熱器的熱流體采用 135℃的水蒸氣。 5. 裙座高度 在求取裙座參數(shù)時(shí)已得 :裙座高度為 3m。 3. 設(shè)有人孔的塔板間距 本精餾塔在塔頂，進(jìn)料板，塔釜處各設(shè)一人孔，在設(shè)有人孔的塔板處，板間距設(shè)為 800mm，人孔內(nèi)徑為 650mm。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應(yīng)大于板間距，同時(shí)考慮到安裝除沫器的需要，取除沫器到第一塊塔板的距離為 800mm（此處有一人孔），塔頂空間高度取 1500mm。釜液出料管即為塔底再沸器的進(jìn)口管，由再沸器設(shè)計(jì)取u=： 則 4 0 . 0 1 1 1 8 0 . 0 9 4 3 9 4 . 33 . 1 4 1 . 6Wd m m m?? ? ?? 查無(wú)縫鋼管標(biāo)準(zhǔn) ，取Φ 108 4 則管內(nèi)徑 d=100mm V′ =? ? ? ? ? 塔釜蒸汽密度 3m 2 0 6 . 0 9 9 1 . 9 9 5 . 9 5 6 7 /T 8 . 3 1 4 ( 1 0 9 . 8 1 2 7 3 )V D MV M k g mR?? ?? ? ???釜 則塔釜蒸汽體積流量：V2 0 6 . 0 9 9 1 . 9 9 3 1 8 2 . 6 7 /5 . 9 5 6 7V VMV k g h? ? ?? ? ? ?釜 取管內(nèi)蒸汽流速 smu /30? 則 4 / 3 6 0 0 4 3 1 8 2 . 6 7 / 3 6 0 0 0 . 1 9 3 73 . 1 4 3 0vVdmu?? ?? ? ?? 可取回流管規(guī)格Φ 219 9 則實(shí)際管徑 d=201mm 塔釜蒸汽接管實(shí)際流速 224 3 1 8 2 . 6 7 / 3 6 0 04 / 2 7 . 8 7 /3 . 1 4 0 . 2 0 1vu V d m s? ??? ? ? ?? 30 取 u=2m/s, 4 0 . 0 1 1 1 8 0 . 0 8 4 4 8 4 . 43 . 1 4 2Wd m m m?? ? ?? 查無(wú)縫鋼管標(biāo)準(zhǔn)，取Φ 95 則管內(nèi)徑 d=88mm 由于常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應(yīng)法蘭。 Ft? ℃時(shí) , 由內(nèi)差法計(jì)算得 ?苯 =， ?甲 苯 = Kg/ 3m 則進(jìn)料混合液的密度為： ? ?= 0 .4 6 0 7 7 9 9 .5 0 1 0 .4 6 0 7 7 9 6 .4 2 = 7 9 7 .8 3? ? ? ? ?Kg/ 3m 進(jìn)料液的質(zhì)量流量為： F=? [? +(? ]= 則體積流量 31 6 2 5 8 .4 5 2 0 .3 8 /7 9 7 .8 3F FFV m h?? ? ? 管內(nèi)流速取 smu /? 則管徑24 / 3 6 0 0 4 2 0 . 3 8 / 3 6 0 0 0 . 0 5 3 1 5 3 . 13 . 1 4 1 . 6 1 . 6FVd m m mu? ?? ? ? ??? 取進(jìn)料管規(guī)格Φ 65 則管內(nèi)徑 d=58mm 進(jìn)料管實(shí)際流速224 4 2 0 .3 8 / 3 6 0 0 2 .1 4 4 /3 .1 4 0 .0 5 8 0FVu m sd? ?? ? ?? 本設(shè)計(jì)采用直管回流管，本回流管為頂冷凝器的出口管，由冷凝器的設(shè)計(jì)取u=，則： 4 0 .0 0 5 2 7 0 .0 5 7 93 .1 4 2Rdm????= 查無(wú)縫鋼管標(biāo)準(zhǔn)，取Φ 68 則 管內(nèi)徑 d=61mm 29 對(duì)儲(chǔ)料罐的基本要求是：盡可能減少霧沫夾帶，以降低液體物料的損失，采用直管出料。 26 精餾段負(fù)荷性能圖012340 LS(m3/s)VS(m3/s)霧沫夾帶線漏液線液泛線液相負(fù)荷上限液相負(fù)荷下限線性 (液相負(fù)荷下限)線性 (霧沫夾帶線)線性 (液泛線)線性 (漏液線)線性 (液相負(fù)荷上限) 提餾段負(fù)荷性能圖012340 LS(m3/s)VS(m3/s)霧沫夾帶線漏液線液泛線液相負(fù)荷上限液相負(fù)荷下限線性 (液相負(fù)荷下限)線性 (液泛線)線性 (漏液線)線性 (液相負(fù)荷上限)線性 (霧沫夾帶線) 從上圖中可得： 精餾段氣相負(fù)荷上限： 3, /S MAXV m s? ，氣相負(fù)荷下限： 3, 0. 65 /S MINV m s? ， 提餾段氣相負(fù)荷上限： 3, /S MAXV m s? ，氣相負(fù)荷下限： 3, 0. 72 /S MINV m s? ，所以精餾段的操作彈性 = ? 27 提餾段操作彈性 = ? 表 5 浮閥塔塔設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)匯總 項(xiàng)目 精餾段 提餾段 塔的有效高度 m 實(shí)際塔板數(shù) 13 15 塔徑 m 板間距 m 溢流形式 單溢流 單溢流 降液管形式 弓形 弓形 堰長(zhǎng) m 降液管底隙高度 m 浮閥孔徑 m 浮閥數(shù)目 272 272 開孔率 % 氣相負(fù)荷上限 m3/s 氣相負(fù)荷下限 m3/s 操作彈性 28 第三章 塔附件設(shè)計(jì) 第一節(jié) 接管 進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管、 T形進(jìn)料管。 ②提餾段 F=%80% 滿足要求。 ①精餾段 205. 342Vc Luh g???= * o Lh h m?? ? ? 42 3 72phm? ? ? 0. 07 4 9. 81 80 6. 4 58 5. 40pLP h g P a?? ? ? ? ? ? ②提餾段 205. 342Vc Luh g???= * o Lh h m?? ? ? 42 3 08phm? ? ? 0. 08 05 9. 81 78 3. 34 61 8. 6pLP h g P a?? ? ? ? ? ? 第二節(jié) 液泛（淹塔） 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高 dH 應(yīng)服從下式所表示的關(guān)系，即： )( wTd hHH ??? ，其中 d p L dH h h h? ? ?， dh 為液體通過(guò)降液管的壓頭損失。 按照 t=， t`=60mm 以等腰三角形叉排方式作圖，排得 N=272 個(gè)。 20 按照 t=， t`=60mm 以等腰三角形叉排方式作圖，排得 N=272 個(gè)。取邊緣區(qū)寬度 CW =，安定區(qū)寬度 SW =。 孔速可由公式 01 1VFu ??求的，其中 0F 為閥孔的動(dòng)能因子，一般取 8~12，本設(shè)計(jì)中， 0F 取 10。 s 全塔效率估算 : 0 .2 4 50 .4 9 ( )TLE ?? ?? = 0. 9( 75 2) ?? =% 精餾段實(shí)際板數(shù)為： 7= =13 .精 提餾段實(shí)際板數(shù)為： 8= = 1 4 .8 1 50 .5 3 9N ?提（不包括再沸器） 此精餾塔實(shí)際塔板數(shù)為 N=13+15=28 塊（不包括再沸器） 第四節(jié) 塔徑的 初步計(jì)算 本精餾塔設(shè)計(jì)：板間距取 HT= 板 上 液 層 高 度 取 HL= HTHL= ①精餾段 1 12 20. 00 52 7 80 6. 40 2.